化工原理課程設計---苯和甲苯體系浮閥精餾塔的設計-(4)

1、<p><b>　　南京工業(yè)大學</b></p><p>　　《化工原理》課程設計</p><p>　　設計題目 苯和甲苯體系浮閥精餾塔的設計 </p><p>　　學生姓名 楊宇 班級、學號 書院化工

2、 </p><p>　　指導教師姓名 馮暉 </p><p>　　課程設計時間2016年12月19日-2016年12月31日 </p><p><b>　　課程設計成績</b></p>

3、<p>　　指導教師簽字 </p><p><b>　　化學化工學院</b></p><p>　　課程名稱 化工原理課程設計 </p><p>　　設計題目 苯和甲苯體系浮閥精餾塔的設計 </p><p>　　

4、學生姓名 楊宇 專業(yè) 化學工程與工藝 </p><p>　　班級學號 1101140229 </p><p>　　設計日期 2016 年 12 月 19 日至 2016 年 12 月 31日</p><p>　　設計條件及任務：進料流量 ：F=318 kmol/h</p>

5、;<p>　　進料組成 ：ZF=0.26（摩爾分率）</p><p>　　進料熱狀態(tài) ：冷液進料（tF=15.7℃）</p><p>　　設計體系： 苯和甲苯二元體系</p><p>　　設計條件: 塔頂組成XD≥99% 塔底組成XW≦0.1%</p><p>　　指導教師 馮暉 </p>&l

6、t;p>　　2016 年 12 月 31 日 </p><p><b>　　前 言</b></p><p>　　化學工業(yè)中塔設備是化工單元操作中重要的設備之一，化學工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應用的諸如吸收、解吸、精餾、萃取、增濕、減濕等單元操作中，精餾操作是最基本的單元操作之一，它是根據混合液中各組分的揮發(fā)能力的差異進行分離的。</p>&l

7、t;p>　　塔設備一般分為級間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕及便于檢修等特點，但其結構較復雜，阻力降較大。在各種塔型中，當前應用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。</p><p><b>　　浮閥塔的特點：</b></p><p>　　1．生產能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，

8、其開孔面積大于泡罩塔板，生產能力比泡罩塔板大 20%～40%，與篩板塔接近。 </p><p>　　2．操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 </p><p>　　3．塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 </p><p>　　4．氣體壓降

9、及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 </p><p>　　5．塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比篩板塔高 20%～30。 </p><p>　　但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學技術的不斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷

10、被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。 </p><p>　　近幾十年來，人們對浮閥塔的研究越來越深入，生產經驗越來越豐富，積累的設計數(shù)據比較完整，因此設計浮閥塔比較合適。</p><p>　　本次設計就是針對苯-甲苯體系，而進行的常壓浮閥精餾塔的設計及其輔助設備的選型。</p><p>　　由于此次設計時間緊張，本人水平有限，難免有遺漏謬誤之處，懇切希

11、望各位老師指出，以便訂正。</p><p><b>　　2016年12月</b></p><p><b>　　目 錄</b></p><p><b>　　概述 </b></p><p>　　1.1 塔設備概述 ……………………………………………………(6)</p&g

12、t;<p>　　1.2 化工生產對塔設備的要求 ……………………………………(6)</p><p>　　1.3 塔設備的選用 …………………………………………………(7)</p><p>　　1.4 浮閥塔的優(yōu)點 …………………………………………………(7)</p><p>　　第二章 總體設計方案</p><p>　　2.1

13、 操作壓強的選擇 ………………………………………………(8)</p><p>　　2.2 物料的進料狀態(tài) ………………………………………………(8)</p><p>　　2.3 塔釜的加熱方式 ………………………………………………(8)</p><p>　　2.4 回流方式 ………………………………………………………(8)</p><p>　

14、　精餾工藝流程圖 …………………………………………………………(9)</p><p>　　理論板數(shù)的確定 ……………………………………………………… (10)</p><p>　　4.1物料衡算 …………………………………………………… (10)</p><p>　　4.2 物系相平衡數(shù)據 …………………………………………… (10)</p><

15、p>　　4.3 q值的計算 ………………………………………………… (10)</p><p>　　4.4 回流比的確定 ……………………………………………… (11)</p><p>　　4.4.1 α值的確定 …………………………………………… (11) </p><p>　　4.4.2 e點的確定 ……………………………………………

16、 (11)</p><p>　　4.4.3 最小回流比Rmin的確定 …………………………………(11)</p><p>　　4.4.4 操作回流比Ropt的確定 …………………………………(12)</p><p>　　4.5 理論板數(shù)的確定 …………………………………………… (12)</p><p>　　4.5.1 精餾段與提留段的汽液

17、相流率 ……………………… (12)</p><p>　　4.5.2 精餾段與提留段方程的確定 ………………………… (12)</p><p>　　4.5.3 逐板計算法計算理論板數(shù) …………………………… (12)</p><p>　　4.6 實際板數(shù)的確定 …………………………………………… (14)</p><p>　　4.6.1 全塔

18、效率ET的計算 …………………………………… (14)</p><p>　　4.6.2 實際板數(shù)的確定 ……………………………………… (14)</p><p>　　第五章 塔體主要工藝尺寸的設計計算 ……………………………………… (14)</p><p>　　5.1 塔體設計所需的有關物性數(shù)據計算 ……………………… (14)</p><p&

19、gt;　　5.2 精餾段塔徑塔板的設計計算 ……………………………… (18)</p><p>　　5.2.1 塔板參數(shù)的計算和選擇 ………………………………(18)</p><p>　　5.2.2 流體力學校驗 …………………………………………(23)</p><p>　　5.2.3 負荷性能圖 ……………………………………………(26)</p>&

20、lt;p>　　5.3 精餾段塔徑塔板的設計計算 ……………………………… (28)</p><p>　　5.3.1 塔板參數(shù)的計算和選擇 ………………………………(28)</p><p>　　5.3.2 流體力學校驗 …………………………………………(33)</p><p>　　5.3.3 負荷性能圖及操作彈性計算 …………………………(37)</p&g

21、t;<p>　　5.4 塔體主要工藝尺寸的匯總 ………………………………… (39)</p><p>　　第六章 輔助設備設計 …………………………………………………………(41)</p><p>　　6.1 塔頂全凝器的計算與選型 …………………………………(41)</p><p>　　6.2 塔底再沸器的計算與選型 …………………………………(45

22、)</p><p>　　6.2.1 塔底再沸器的介紹 ……………………………………(45)</p><p>　　6.2.2 塔底再沸器的設計 ……………………………………(47)</p><p>　　6.3 其他輔助設備的計算與選型 ………………………………(48)</p><p>　　6.3.1 各類接管的計算與選型 ……………………………

23、…(48)</p><p>　　6.3.2 泵的計算與選型 …………………………………… (51)</p><p>　　結論 …………………………………………………………………… (54)</p><p>　　7.1 設計感想 ……………………………………………………( 54)</p><p>　　7.2 致謝 ……………………………………

24、…………………… (55)</p><p>　　7.3 參考文獻 …………………………………………………… (55)</p><p><b>　　概述</b></p><p><b>　　1.1 塔設備概述</b></p><p>　　塔設備是化學工業(yè)，石油工業(yè)，石油化工等生產中最重要的設備之一。它

25、可以使氣（汽）液液兩相之間進行充分接觸，達到相際接觸傳熱及傳質的目的。在塔設備中能進行的單元操作有：精餾，吸收，解吸，氣體的增濕及冷卻等。</p><p>　　在化工，石油化工及煉油廠中，塔設備的性能對整個裝置的產品質量，生產能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)境保護等各個方面，都有重大的意義。在化工和石油化工的生裝置中，塔設備的投資費用占整個工藝設備費用的25.39%左右，煉油和煤化工生產裝置占34.85%；它所耗

26、的鋼材在各累工藝設備中所占的比例也較多，例如在年產250萬噸的常壓及減壓煉油裝置中耗用的鋼材重量占62.4%，年產60及120萬噸催化裂化裝置占48.9%。因此，塔設備的設計和研究，對化工，煉油工業(yè)的發(fā)展起著重要的作用。</p><p>　　1.2 化工生產對塔設備的要求</p><p>　　塔設備除了應該滿足特定的化工工藝條件（如溫度，壓力，耐腐蝕）外，為了滿足工業(yè)生產的需求還應該達到下

27、列要求：</p><p>　　1）生產能力大，及氣體處理量大。</p><p>　　2）高的傳質，傳熱效率，氣液有充分的接觸空間，接觸時間和接觸面積。</p><p>　　3）操作穩(wěn)定，操作彈性大，即氣液負荷有較大波動時仍能在較高的傳質效率下進行穩(wěn)定的操作，，且塔設備應能長期連續(xù)運轉。</p><p>　　4）流體流動的阻力小，即流體通過塔設

28、備的壓降小，以達到節(jié)能降低操作費用的要求。</p><p>　　5）結構簡單可靠，材料耗用量少，制造安裝容易，以達到降低設備投資的要求。</p><p>　　事實上，任何一個塔設備能同時達到上述的諸項都時非常困難的，因此只能從生產的需求及經濟合理的要求出發(fā)，抓住主要矛盾進行設計。隨著人們對生產能力，提高效率，穩(wěn)定操作和降低壓降的追求，推動著各種新型塔結構的出現(xiàn)和發(fā)展。</p>

29、<p><b>　　1.3塔設備的類型</b></p><p>　　塔設備一般分為級間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕及便于檢修等特點，但其結構較復雜，阻力降較大。在各種塔型中，當前應用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。</p><p><b>　　1.4浮閥塔的優(yōu)

30、點</b></p><p>　　1.生產能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產 能力比泡罩塔板大 20%～40%，與篩板塔接近。</p><p>　　2.操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 </p><p>　　3.塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液

31、層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 </p><p>　　4.氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 </p><p>　　5.塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比篩板塔高 20%～30。 </p><p>　　第二章 總體設計方案的確定</p>&l

32、t;p>　　1.1 操作壓強的選擇</p><p>　　精餾可以常壓，加壓或減壓條件下進行。確定操作壓力時主要是根據處理物料的性質，技術上的可行性和經濟上的合理性來考慮的。</p><p>　　對于沸點低，常壓下為氣態(tài)的物料必須在加壓條件下進行操作。在相同條件下適當提高操作壓力可以提高塔的處理能力，但是增加了塔壓，也提高了再沸器的溫度，并且相對揮發(fā)度液會下降。</p>

33、<p>　　對于熱敏性和高沸點的物料常用減壓蒸餾。降低操作壓力，組分的相對揮發(fā)度增加，有利于分離。減壓操作降低了平衡溫度，這樣可以使用較低位的加熱劑。但是降低壓力也導致了塔直徑的增加和塔頂冷凝溫度的降低，而且必須使用抽真空設備，增加了相應的設備和操作費用。</p><p>　　本次分離的苯和甲苯二元體系為一般物系故分離時采用常壓操作，操作壓力為101.3kp。</p><p>　

34、　1.2 物料的進料狀態(tài)</p><p>　　本次分離任務的進料狀態(tài)為冷液進料，進料溫度℃，進料濃度0.26，進料流量F=318kmol/h，此進料方式無需預熱器加熱可減少設備費用且此中加熱方式下q值大于1。</p><p>　　1.3 塔釜的加熱方式</p><p>　　本次分離采用任務中，塔底采用再沸器加熱，冷流體為塔底液體，熱流體為高溫蒸汽，此種加熱方式屬于間

35、接蒸汽加熱。</p><p><b>　　1.4 回流方式</b></p><p>　　塔頂回流采用采用安裝回流泵方式進行強制回流。</p><p><b>　　精餾工藝流程圖</b></p><p>　　精餾工藝流程圖如下圖所示 :</p><p>　　第四章 理論板數(shù)的確

36、定</p><p><b>　　4.1 物料衡算</b></p><p>　　根據工藝的操作條件可知:料液流量 F=318Kmol/h;料液中易揮發(fā)組分的質量分數(shù) xF=0.26;塔頂產品摩爾分數(shù) XD=0.995;易揮發(fā)組分回收率99％。</p><p>　　4.2 物系相平衡數(shù)據</p><p>　　常壓下苯—甲苯系

37、統(tǒng)t—x—y數(shù)據如表1—6所示。</p><p>　　表1—6 苯—甲苯系統(tǒng)t—x—y數(shù)據</p><p>　　4.3 q值的確定的</p><p>　　查數(shù)據手冊可知，在15.4℃時，苯的氣化潛熱為r1=432.5kJ/kg，甲苯的氣化潛熱為r2=415.75kJ/kg。苯相對分子質量：M1=78kg/kmol；甲苯相對分子質量：M2=92kg/kmol。進料

38、濃度XF=0.26(摩爾分率)，使用內插法可求得其泡點溫度tb=98.6℃，則t平=℃=330K，查手冊可知此溫度下苯和甲苯的平均熱容Cp=1.81kJ/(kg·K)。</p><p><b>　　混合氣化潛熱值為:</b></p><p><b>　　混合熱容值為:</b></p><p><b>

39、　　則</b></p><p><b>　　故q線方程為</b></p><p>　　4.4 回流比的確定</p><p>　　4.4.1 α值的確定</p><p>　　α1=2.79, α2=2.35, α3=2.33,α4=2.46,α5=2.56,α6=2.58,α7=2.49, α8=2.61,α

40、9=2.39,α10=2.45.取平均值α==2.5。 所以平衡線方程為： 或 </p><p>　　4.4.2 e點的確定</p><p>　　聯(lián)立q線方程和相平衡方程求得e點坐標。</p><p>　　故e點坐標為（Xe=0.337,Ye=0.560）</p><p>　　4.4.3 最小回流比Rmin的確定</p><

41、;p>　　4.4.4 操作回流比Ropt的確定</p><p>　　取Ropt=1.5Rmin=1.5×1.95=2.93</p><p>　　4.5 理論板數(shù)的確定</p><p>　　4.5.1 精餾段與提留段的汽液相流率</p><p>　　L=RD=2.93×82.26=241.02 kmol/h</p

42、><p>　　V=(R+1)D=(2.93+1)×82.26=323.28 kmol/h</p><p>　　V’=(R+1)×D-(1-q)×F=(2.93+1)×82.26-(1-1.359)×318=437.44kmol/h</p><p>　　L’=R×D+q×F=241.02+1.359&#

43、215;318=673.18 kmol/h</p><p>　　4.5.2 精餾段與提留段方程的確定</p><p><b>　　精餾段操作線方程為</b></p><p><b>　　提餾段操作線方程為</b></p><p>　　4.5.3 逐板計算法計算理論板數(shù) </p>

44、<p>　　精餾段操作方程：Y=0.746X+0.253</p><p>　　q線方程： Y=3.8X-0.72</p><p>　?。╔Q=0.319 , YQ=0.491）</p><p><b>　　1.精餾段理論板數(shù)</b></p><p>　　由上而下逐板計算，自X0=0.995開始到Xi首次超過X

45、Q=0.319時止</p><p>　　操作線上的點 平衡線上的點</p><p>　?。╔0=0.995, Y1=0.995） （X1=0.988, Y1=0.995)</p><p>　?。╔1=0.988, Y2=0.990） （X2=0.975, Y2=0.990）</p&

46、gt;<p>　　（X2=0.975, Y3=0.980） （X3=0.952, Y1=0.980）</p><p>　?。╔3=0.952, Y4=0.963） （X4=0.913, Y4=0.963）</p><p>　?。╔4=0.913, Y5=0.934） （X5=0.849, Y5=0.934）&l

47、t;/p><p>　?。╔5=0.849, Y6=0.887） （X6=0.758, Y6=0.887）</p><p>　?。╔6=0.758, Y7=0.818） （X7=0.643, Y7=0.818）</p><p>　　（X7=0.643, Y8=0.733） （X8=0.523, Y8=0.7

48、33）</p><p>　?。╔8=0.523, Y9=0.643） （X9=0.419, Y9=0.643）</p><p>　?。╔9=0.419, Y10=0.565） （X10=0.342, Y10=0.565） </p><p>　?。╔10=0.342, Y11=0.508） （X11=0.

49、293, Y11=0.508）</p><p>　　因為X11 時首次出現(xiàn) X11 < XQ 故第11塊理論板為加料板，精餾段共有10塊理論板。</p><p><b>　　2.提餾段理論板數(shù)</b></p><p>　　已知X11=0.293, 由上而下計算，直到Xi 首次越過Xw=0.00353時為止。</p><

50、p>　　平衡關系：X=Y/（2.5-1.5Y）</p><p>　　提餾段操作方程：Y=1.539X-0.0019</p><p>　　操作線上的點 平衡線上的點</p><p>　　（X11=0.293, Y12=0.448） （X12=0.245, Y12=0.448）</

51、p><p>　?。╔12=0.245, Y13=0.376） （X13=0.194, Y13=0.376）</p><p>　　（X13=0.194, Y14=0.297） （X14=0.144, Y14=0.297）</p><p>　?。╔14=0.144, Y15=0.220）

52、 （X13=0.102, Y15=0.220）</p><p>　?。╔15=0.102, Y16=0.154） （X16=0.0681, Y16=0.154）</p><p>　?。╔16=0.0681, Y17=0.103） （X17=0.0439, Y17=0.103）</p><p>　?。╔1

53、7=0.0439, Y18=0.0656） （X18=0.0273, Y18=0.0656）</p><p>　　（X18=0.0273, Y19=0.0401） （X19=0.0165, Y19=0.0401）</p><p>　?。╔19=0.0165, Y20=0.0234） （=0.0095, Y20=0

54、.0234）</p><p>　?。╔20=0.0095, Y21=0.0127） （X21=0.005132, Y21=0.0127）</p><p>　　（X21=0.005132, Y22=0.00599） （X22=0.00241, Y22=0.00599）</p><p>　　X22< X w 故總理論板

55、數(shù)不足22塊</p><p><b>　　總的理論板數(shù)</b></p><p>　　4.6 實際板數(shù)的確定</p><p>　　4.6.1 全塔效率ET的計算</p><p>　　通過摩爾分數(shù)，在苯-甲苯汽液相平衡圖上查得，XD =0.995，tD=80.01℃，XW =0.00353，tW=110.56℃。塔頂塔底的平

56、均溫度為95.3℃ 查表得出苯和甲苯的粘度分別為0.267mpa·s 和0.275 mpa·s ，μL=x苯·μL苯+ x甲苯·μL甲苯=0.36×0.267+(1-0.36)×0.275=0.272 mpa·s </p><p><b>　　根據 </b></p><p>　　4.6.2 實際板數(shù)

57、的確定</p><p>　　精餾段實際板層數(shù)N精= 塊</p><p>　　提餾段實際板層數(shù)N提= 塊</p><p>　　塔體主要工藝尺寸的設計</p><p>　　5.1 塔體設計所需物性數(shù)據計算</p><p>　　1.操作壓力的計算 </p><p>　　塔頂操作壓力PD =101.3

58、kPa </p><p>　　每層塔板壓降 0.64 kPa</p><p>　　加料板上一塊塔板壓力PF-1=101.3+0.64×9=107.06 kpa</p><p>　　進料板壓力PF-=101.3+0.64×10=107.7 kpa</p><p>　　塔壓力PW=101.3+0.64×44=129

59、.46 kpa</p><p>　　精餾段平均壓力 P=（101.3+107.06）/2=104.18 kpa</p><p>　　提餾段平均壓力 P=（107.7+129.46）/2=118.58 kpa</p><p>　　2. 操作溫度的計算</p><p>　　根據苯-甲苯 泡點方程通過試差法計算出泡點溫度。</p>&

60、lt;p>　　℃, ℃ , ℃</p><p>　　∴精餾段溫度, ℃ </p><p>　　提餾段溫度 ℃</p><p>　　3.平均摩爾質量計算</p><p>　　塔頂平均摩爾質量： X1=0.988 Y1=0.995</p><p&g

61、t;　　MVDm=0.995×78.11+(1-0.995)×92.13=78.18 kg/kmol</p><p>　　MLDm=0.988×78.11+(1-0.988)×92.13=78.28 kg/kmol</p><p>　　加料板上一塊塔板平均摩爾質量： XF-1=0.342 YF-1=0.565</p><p&g

62、t;　　MVFm=0.565×78.11+(1-0.565)×92.13=84.20 kg/kmol</p><p>　　MLFm=0.342×78.11+(1-0.342)×92.13=87.33 kg/kmol</p><p>　　加料板平均摩爾質量： XF=0.293 YF=0.508</p><p>　　MVFm=

63、0.508×78.11+(1-0.508)×92.13=85.00 kg/kmol</p><p>　　MLFm=0.293×78.11+(1-0.293)×92.13=88.03 kg/kmol</p><p>　　塔底平均摩爾質量： XW=0.00353 YW=0.009345</p><p>　　MVFm=0.009

64、345×78.11+(1-0.009345)×92.13=92.00kg/kmol</p><p>　　MLFm=0.00353×78.11+(1-0.00353)×92.13=92.08kg/kmol</p><p>　　精餾段平均摩爾質量：</p><p>　　MVm=(MVDm+MVFm)/2 =(78.18+84.20

65、)/2= 81.19kg/kmol</p><p>　　MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(78.28+87.33)/2=82.81 kg/kmol</p><p>　　提餾段平均摩爾質量：</p><p>　　MVm=(MVDm+MVFm)/2 =(85+92.00)/2=88.04 kg/kmol</p><p>　　MLm=(MLD

66、m+MLFm)/2 =(88.03+92.08)/2=90.06 kg/kmol</p><p><b>　　4.平均密度計算</b></p><p>　?、?氣相平均密度計算</p><p>　　由理想氣體狀態(tài)方程式計算，即</p><p>　?、?液相平均密度計算</p><p>　　液相平均

67、密度計算依下式計算，即：</p><p>　　塔頂液相平均密度的計算</p><p>　　由 ，查液體在不同溫度下的密度表得：</p><p>　　進料板液相平均密度的計算</p><p>　　由 ,查液體在不同溫度下的密度表得</p><p><b>　　精餾段的平

68、均密度為</b></p><p>　　塔底液相平均密度的計算</p><p>　　由，查液體在不同溫度下的密度表得</p><p><b>　　提餾段的平均密度</b></p><p>　　5.液體平均表面張力計算</p><p>　　查表得 塔頂溫度：tD=80.01℃ 時： σ1

69、=21.2 mN/m σ2=21.7 mN/m</p><p>　　σLDM=0.995×21.1+0.005×21.5=21.202 mN/m</p><p>　　加料板塔板溫度tF=94.92℃時 σ1=19.4 mN/m σ2=20.0 mN/m </p><p>　　σLFM=0.293×19.4+0.58

70、4×20.0=19.82 mN/m</p><p>　　塔底溫度tF=110.54℃時 σ1=17.45mN/m σ2=18.35 mN/m </p><p>　　σLWM=0.00353×17.45+0.99647×18.35=18.35 mN/m</p><p>　　精餾段的平均液體表面張力：</p>

71、<p>　　σLM=(σLDM +σLFM)/2=20.51 mN/m</p><p>　　提餾段的平均液體表面張力：</p><p>　　σLM=(σLFM +σLWM)/2=19.09 mN/m</p><p>　　5.2 板式塔的設計計算</p><p>　　5.2.1 板式塔的塔體工藝尺寸計算</p><

72、;p><b>　　1.精餾段塔徑</b></p><p>　　精餾段汽、液相體積流率為：</p><p><b>　　m3/S</b></p><p><b>　　m3/S</b></p><p><b>　　由 ， </b></p&

73、gt;<p>　　取板間距HT=0.5m , hL=0.075m , HT -hL=0.5-0.075=0.425m </p><p><b>　　C20 由圖查取</b></p><p>　　圖的橫坐標為： ，查表得出C20=0.092 則 </p><p><b>　　m/s</b></p

74、><p>　　取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為:</p><p>　　U=0.6Umax=0.6×1.5603=0.9362m/s</p><p>　　則 = m ，圓整后2.0m。</p><p>　　截塔面積為： m2 </p><p>　　實際空塔氣速為： m/s</p><p

75、>　　2.精餾塔有效高度的計算</p><p>　　精餾段有效高度為：Z精=（N精 -1）HT=(19-1)×0.5=9m</p><p><b>　　3.溢流裝置的計算</b></p><p>　　因為塔徑為2.0m，且流量為Lh=3600Ls=3600×0.00689=24.8m3/h,可選單溢流弓形降液管，采用凹

76、形受液盤。</p><p>　　堰長lW=0.7D=0.7×2.0=1.4m</p><p>　?、谝缌餮吒叨萮W=hL-hOW 選用平直堰，堰上液層高度hOW </p><p>　　近似取E=1 ,則 </p><p>　　取板上清液層高度 hL=75mm </p><p>　　故：hW=hL

77、-hOW=0.075-0.0193=0.0557m</p><p>　　弓形降液管寬度Wd 和截面積Af </p><p>　　由lW/D=0.7查圖得 Af/AT=0.094 , Wd/D=0.15則：</p><p>　　故Af=0.094×AT=0.094×3.14=0.295 m2 </p><p>　　Wd=0.

78、149×D=0.15×2.0=0.30 m</p><p>　　驗算液體在降液管中停留時間 ：</p><p><b>　　=s > 5s</b></p><p><b>　　故降液管設計合適</b></p><p>　　④降液管底隙高度h0 : </p>

79、;<p>　　取=0.16m/s 則： m</p><p>　　又 hW-h0=0.0557-0.0308=0.0249 m>0.006m</p><p>　　故降液管底隙高度設計合理，選用凹形受液盤，深度h'w=50mm</p><p>　　4.安定區(qū)與邊緣區(qū)的選擇</p><p>　　①安定區(qū)：鼓泡區(qū)與溢流區(qū)

80、之間的區(qū)域為安定區(qū)，此區(qū)域不安裝浮閥，設置這段安定地帶，以免液體大量夾帶泡沫進入降液管。其寬度WS可按下列范圍選取，即 ： 當D<1.5m時，WS為60到70 mm</p><p>　　當D>1.5m時，WS為80到110 mm</p><p>　　由于精餾段塔徑D=2.0m>1.5m，故取WS=85 mm。</p><p>　　②邊緣區(qū)：塔壁部

81、分留出的一圈邊緣區(qū)域，供支承塔板的邊梁使用。寬度WC視具體需要而定，小塔為30到50mm,大塔可達50到70mm。</p><p>　　由于精餾段塔徑D=2.0m>1.5m，故取WC=55 mm。</p><p>　　5.鼓泡區(qū)閥孔數(shù)的確定及排列</p><p>　?、俑￠y選型：F-1型浮閥</p><p>　?、陂y孔氣速u0的計算&l

82、t;/p><p>　　取F0=11 則m/s</p><p><b>　　③浮閥數(shù)N計算：</b></p><p>　　式中d0 =0.039m </p><p><b>　　= </b></p><p><b>　?、芩彘_孔率</b></p>

83、<p><b>　　開孔率</b></p><p>　?、菟宓牟贾门c浮閥的排列</p><p><b>　　塔板分塊 </b></p><p>　　因 D>800mm 故塔板采用分塊式，查表的塔塊分為5塊</p><p><b>　　開孔區(qū)面積Aa </b&

84、gt;</p><p>　　邊緣區(qū)和安定區(qū)的寬度：WS =W’S=85mm WC=55mm</p><p><b>　　m</b></p><p><b>　　m</b></p><p><b>　　得出 m2 </b></p><p><b&

85、gt;　　閥孔計算及其排列</b></p><p>　　浮閥排列方式采用等腰三角形叉排方式</p><p>　　取同一橫排的孔心距a=75mm=0.075m則</p><p><b>　　估算排間距h=</b></p><p>　　考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊板的支撐與銜接也

86、 要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此，排間距可采用0.07m。按a=75mm,h=0.07m重新排列閥孔。實際孔數(shù)為309個。</p><p><b>　　此時的</b></p><p>　　閥孔動能因子變化不大，仍在9~12的合理范圍內，故此閥孔實排數(shù)適用。</p><p>　　閥孔按正三角形叉排，取閥孔間距t為： </p>

87、;<p>　　又t’常取0.075 </p><p><b>　　故</b></p><p>　　根據以上條件繪制塔板布置圖</p><p><b>　　算出N=244</b></p><p><b>　　根據 m/s </b></p><p&

88、gt;　　5.2.2 流體力學校驗</p><p>　　氣相通過浮閥塔板的壓力降</p><p><b>　　干板阻力</b></p><p><b>　?、谝簩幼枇1</b></p><p>　　h1 =ε（hW+hOW）</p><p>　　由于所分離的苯和甲苯混合液為

89、碳氫化合物，可取充氣系數(shù)ε取0.45</p><p>　　則 h1=0.45×(0.0557+0.0193)=0.03375 m液柱</p><p><b>　?、垡后w表面張力hσ</b></p><p>　　數(shù)值很小，設計時可以忽略不計</p><p>　　則： hp=hc+h1+hσ=0.041+0.0

90、3375+0=0.07475 m液柱</p><p>　　則： 氣體通過每層塔板的壓降△P為</p><p>　　△P=hP·ρL·g=0.07475×805.2×9.81=590.45pa < 640pa，故滿足。</p><p><b>　　2.液面落差</b></p><

91、p>　　對于篩板塔,液面落很小,且此塔徑和液流量均不大,故可忽略液面落差的影響。</p><p><b>　　3．液泛的校核 </b></p><p>　　為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度</p><p>　　Hd≤φ(HT+hw) Hd=hp+hl+hd</p><p&g

92、t;　　氣體通過塔板的壓強降所相當?shù)囊后w高度hp，前已算hp=0.07475m</p><p>　　液體通過降液管的壓頭損失，因不設進口堰</p><p><b>　　故 Hd=</b></p><p>　　板上液層高度，前已選定hl=0.07m</p><p>　　則Hd=0.081+0.07+0.00062=0.15

93、20m</p><p>　　取φ=0.5 又已選定HT=0.45m，hw=0.055m，則</p><p>　　φ(HT+hw)=0.5×（0.45+0.055）=0.25m</p><p>　　可見　Hd＜φ(HT+hw),符合防止淹塔的要求</p><p><b>　　4.液沫夾帶的校核</b></p

94、><p>　　液沫夾帶按下式計算：</p><p>　　故在本設計中液沫夾帶量在允許的范圍內</p><p>　　泛點率的計算時間可用式：</p><p><b>　　和</b></p><p><b>　　塔板上液體流程長度</b></p><p>&l

95、t;b>　　塔板上液流面積</b></p><p>　　苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1.0, 式中：CF為泛點負荷因數(shù)可由如下泛點負荷系數(shù)圖表查得 </p><p>　　,將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點率F1為</p><p>　　為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80%以下。從以上計算的結果可知，其泛點率都低于80

96、%，所以能滿足的工藝的要求。</p><p><b>　　5．漏液</b></p><p>　　5.2.3 精餾段負荷性能圖及操作彈性</p><p><b>　　1.霧沫夾帶線</b></p><p>　　根據經驗值，因該塔徑1.8m 控制其泛點率F1=80% </p><p

97、>　　由HT=0.5m , 可查表得CF=0.132</p><p>　　ZL=D-2Wd =1.8-2×0.268=1.264m</p><p>　　Ab= AT-2Af=2.54-2×0.239=2.062m</p><p><b>　　則</b></p><p>　　計算整理可得：VS=

98、3.69-29.1LS</p><p><b>　　2.液泛線</b></p><p>　　取Hd=ψ（HT+hW）則Hd=0.5×(0.5+0.581)=0.279</p><p>　　Hd=hw+how+hd+hp+△</p><p>　　其中：hp=hc+h1=+?（hW+hOW）</p>

99、<p>　　取ε=0.5，則 hp=+0.5（hW+hOW）</p><p><b>　　又有，，，△≈0</b></p><p>　　代入hw+how+hd+hp+△=0.279，化解得：</p><p><b>　　液相上限線</b></p><p>　　當停留時間取最小時，LS為最大

100、，取停留時間為5s。</p><p>　　因Af=0.239m2 HT=0.5m</p><p><b>　　則 </b></p><p><b>　　液相下限線</b></p><p>　　因堰上液層厚度how為最小值時，對應的液相流量為最小。 設how,小=0.006m</p>

101、<p><b>　　又 </b></p><p>　　由 E=1 ,Lw=1.26 ,how,小=0.006m 則</p><p>　　推出 LS=0.001075 m3/s</p><p><b>　　5.漏液線</b></p><p><b>　　取F0，小=5 則&l

102、t;/b></p><p><b>　　又 </b></p><p><b>　　操作負荷線</b></p><p>　　當操作中回流比恒定時，操作線斜率</p><p>　　故在L-V坐標圖上，通過原點0 斜率390.73的直線0A即為操作線</p><p>　　7.

103、精餾段負荷性能圖</p><p><b>　　操作彈性</b></p><p>　　查上圖可得V大=3.50 m3/s，V小=0.882m3/s</p><p>　　所以操作彈性為 （滿足設計要求）</p><p>　　5.3 提餾段塔徑塔板的設計計算</p><p>　　5.3.1 提餾段塔板

104、參數(shù)的計算與選擇</p><p><b>　　1.精餾段塔徑</b></p><p>　　精餾段汽、液相體積流率為：</p><p><b>　　m3/S</b></p><p><b>　　m3/S</b></p><p><b>　　由&l

105、t;/b></p><p>　　取板間距HT=0.5m , hL=0.095m , HT -hL=0.5-0.095=0.405m</p><p><b>　　C20 由圖查取</b></p><p>　　圖的橫坐標為： ，查表得出C20=0.0907</p><p><b>　　則： m/s&

106、lt;/b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為 ：</p><p>　　U=0.6Umax=0.6×1.38=0.828m/s</p><p>　　則 圓整后2.0m</p><p><b>　　截塔面積為： m2</b></p><p>　　實際空塔氣速為

107、： m/s</p><p>　　2.精餾段有效高度的計算</p><p>　　提餾段有效高度為：Z提=（N提 -1）HT=(26-1)×0.5=12.5m</p><p><b>　　3.溢流裝置的計算</b></p><p>　　因為塔徑為2.0m，且流量為Lh=3600Ls'=3600×0

108、.0156=56.16m3/h , 可選單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。</p><p>　　堰長lW=0.7D=0.7×2.0=1.4m</p><p>　　溢流堰高度hW=hL-hOW 選用平直堰，堰上液層高度hOW </p><p>　　近似取E=1 則：m</p><p>　　取板上清液層高度hL=95mm &

109、lt;/p><p>　　故： hW=hL-hOW=0.095-0.033=0.062m</p><p>　　弓形降液管寬度Wd 和截面積Af </p><p>　　由lW/D=0.7 查圖得 Af/AT=0.094, Wd/D=0.149 </p><p>　　故 Af=0.094×AT=0.094×3.14=0.295m2

110、</p><p>　　Wd=0.2×D=0.149×2.0=0.298m</p><p>　　驗算液體在降液管中停留時間： </p><p><b>　　=s>5s</b></p><p><b>　　故降液管設計合適</b></p><p>　　降

111、液管底隙高度h0 </p><p>　　取=0.25m/s 則m</p><p>　　又hW-h0=0.061-0.046=0.015m > 0.006m</p><p>　　故降液管底隙高度設計合理,選用凹形受液盤，深度h'w=50mm .</p><p>　　4.安定區(qū)與邊緣區(qū)的選擇</p><p>

112、;　?、侔捕▍^(qū)：鼓泡區(qū)與溢流區(qū)之間的區(qū)域為安定區(qū)，此區(qū)域不安裝浮閥，設置這段安定地帶，以免液體大量夾帶泡沫進入降液管。其寬度WS可按下列范圍選取，即 ： 當D<1.5m時，WS為60到70 mm</p><p>　　當D>1.5m時，WS為80到110 mm</p><p>　　由于精餾段塔徑D=1.8m>1.5m，故取WS=85 mm。</p><

113、p>　?、谶吘墔^(qū)：塔壁部分留出的一圈邊緣區(qū)域，供支承塔板的邊梁使用。寬度WC視具體需要而定，小塔為30到50mm,大塔可達50到70mm。</p><p>　　由于精餾段塔徑D=1.8m>1.5m，故取WC=54 mm。</p><p>　　5.鼓泡區(qū)閥孔數(shù)的確定及排列</p><p>　?、俑￠y選型：F-1型浮閥</p><p>

114、;　?、陂y孔氣速u0的計算</p><p>　　取F0=10 則m/s</p><p><b>　?、鄹￠y數(shù)N計算：</b></p><p>　　式中d0 =0.039m </p><p><b>　　=</b></p><p><b>　　④塔板開孔率</b

115、></p><p><b>　　開孔率</b></p><p>　?、菟宓牟贾门c浮閥的排列</p><p><b>　　塔板分塊 </b></p><p>　　因 D>800mm 故塔板采用分塊式，查表的塔塊分為5塊</p><p><b>　　開孔

116、區(qū)面積Aa </b></p><p>　　邊緣區(qū)和安定區(qū)的寬度：WS =W’S=85mm WC=54mm</p><p><b>　　m</b></p><p><b>　　m</b></p><p><b>　　得出 m2 </b></p>&

117、lt;p><b>　　閥孔計算及其排列</b></p><p>　　閥孔按等腰三角形叉排，取閥孔間距t為： </p><p>　　又t’常取0.075 </p><p><b>　　故</b></p><p>　　根據以上條件繪制塔板布置圖</p><p><

118、b>　　算出N=276 </b></p><p><b>　　根據 m/s </b></p><p>　　5.3.2 流體力學校驗</p><p>　　1.塔板壓強降hp hp=hc+h1+hσ</p><p><b>　?、俑砂鍓簭娊礹c</b></p>

119、<p>　　> 故：操作時浮閥全開 </p><p><b>　　所以 m液柱</b></p><p><b>　?、谝簩幼枇1</b></p><p>　　h1 =ε（hW+hOW）ε取0.45</p><p>　　則 h1=0.45×(0.062+0.033)

120、=0.04275 m液柱</p><p><b>　?、垡后w表面張力hσ</b></p><p>　　數(shù)值很小，設計時可以忽略不計</p><p>　　則 hp=hc+h1+hσ=0.036+0.04275+0=0.07875m液柱</p><p>　　則：氣體通過每層塔板的壓降△P為</p><p&

121、gt;　　△P=hP·ρL·g=0.07875×9.81×781.44=603.69pa < 640pa(設計允許值)</p><p><b>　　2.液泛的校核 </b></p><p>　　為了防止塔內發(fā)生液泛，降液管高度應大于管內泡沫層高度。</p><p>　　即：Hd≤ψ（HT+hW）&

122、lt;/p><p>　　又 Hd=hw+how+hd+hp+△</p><p><b>　　式中： </b></p><p>　　苯-甲苯屬于一般物系，ψ取0.5 ，對于浮閥塔△≈0</p><p>　　hd= hw+how+hd+hp+△=0.062+0.033+0.0125+0.07875=0.1862 m液柱<

123、/p><p>　　ψ（HT+hW）=0.5×(0.5+0.062)=0.281 m液柱</p><p>　　因0.1862<0.281，故本設計中不會出現(xiàn)液泛</p><p><b>　　3.霧沫夾帶的校核</b></p><p>　　綜合考慮生產能力和塔板效率，一般應使霧沫夾帶量eV限制在10%以下，<

124、;/p><p>　　校核方法常為：控制泛點百分率F1的數(shù)值。所謂泛點率指設計負荷與泛點負 </p><p>　　荷之比的百分數(shù)。其經驗值為大塔F1<80%-82%</p><p>　　F1的數(shù)值可用下兩使進行計算，然后取較大值。</p><p><b>　　或 </b></p><p>

125、　　式中：ZL=D-2Wd ， Ab= AT-2Af </p><p>　　K為物性系數(shù)，其值可查下表：</p><p>　　因為苯與甲苯為正常體系，故其K=1</p><p>　　式中：CF為泛點負荷因素可由如下泛點負荷系數(shù)圖表查得 </p><p>　　由HT=0.5m , 可查表得CF=0.133</p>

126、<p>　　ZL=D-2Wd =2.0-2×0.298=1.404m</p><p>　　Ab= AT-2Af=3.14-2×0.295=2.55m</p><p><b>　　則</b></p><p>　　其中55.61% > 48.75% 故 F1 =55.61% </p><p&

127、gt;　　因為55.61%<80% 故本設計中的霧沫夾帶量eV在允許范圍之內。</p><p>　　4.降液管內的停留時間的校核</p><p>　　由實踐經驗可知，液體在降液管內停留的時間不應小于3-5s</p><p>　　液體在降液管中停留時間 </p><p><b>　　=s>5s </b><

128、;/p><p><b>　　故降液管設計合適</b></p><p>　　5.3.3 提餾段負荷性能圖及操作彈性計算</p><p><b>　　1.霧沫夾帶線</b></p><p>　　由HT=0.5m , 可查表得CF=0.133</p><p>　　ZL=D-2Wd =

129、2.0-2×0.298=1.404m</p><p>　　Ab= AT-2Af=3.14-2×0.295=2.55m</p><p><b>　　則</b></p><p>　　計算整理可得：VS=4.156-29.3LS</p><p><b>　　2.液泛線</b></